660 MW高效超超臨界CFB鍋爐四循環(huán)回路氣固均勻性數(shù)值模擬

韓 平，張東旺，謝國(guó)威，辛勝偉，鄭偉佳，顧從陽(yáng)，張 縵

(1.國(guó)家能源集團(tuán)國(guó)源電力有限公司，北京 100033；2.清華大學(xué) 能源與動(dòng)力工程系，北京 100084；3.北京科技大學(xué) 能源與環(huán)境工程學(xué)院，北京 100083)

0 引 言

循環(huán)流化床(CFB)燃燒技術(shù)具有燃料適應(yīng)性廣、污染控制成本低、適合深度調(diào)峰等特點(diǎn)[1-2]，是目前商業(yè)化最好的潔凈煤燃燒技術(shù)之一，在我國(guó)能源轉(zhuǎn)型中發(fā)揮著重要作用。提高蒸汽的初參數(shù)是提高發(fā)電效率的有效手段，我國(guó)自2000年初與世界同步開展了超臨界CFB鍋爐的研發(fā)，并于2013年投運(yùn)了世界首臺(tái)600 MW超臨界CFB鍋爐[3]。截至目前，已經(jīng)有48臺(tái)350 MW超臨界CFB鍋爐投入商業(yè)運(yùn)行。“十三五”期間，國(guó)家批準(zhǔn)了660 MW高效超超臨界CFB鍋爐示范項(xiàng)目[4]，國(guó)內(nèi)科研單位及制造企業(yè)聯(lián)合開發(fā)了多種不同布置形式的鍋爐方案[5-6]。

隨著鍋爐容量的不斷放大，分離器個(gè)數(shù)增加，而多分離器并聯(lián)系統(tǒng)會(huì)出現(xiàn)氣固流動(dòng)的偏流現(xiàn)象[7-8]，從而導(dǎo)致分離器效率降低、爐膛溫度分布不均、局部受熱面磨損以及水動(dòng)力安全等諸多問題[9]。蔡晉[10]采用經(jīng)驗(yàn)公式和數(shù)值模擬方法，研究了分離器結(jié)構(gòu)參數(shù)對(duì)氣固分布的影響，結(jié)果表明減小芯筒直徑和增大入口寬度，有利于提高分離器內(nèi)的氣固均勻分布穩(wěn)定性。張愛琴和王興東[11]采用試驗(yàn)方法研究了不同芯管直徑的分離器并聯(lián)后的分離性能，結(jié)果表明，全左旋排列的旋風(fēng)分離器分離效率與壓降均高于左右旋排列。STERN等[12]發(fā)現(xiàn)，在保持入口風(fēng)速和顆粒濃度不變的情況下，與單個(gè)分離器相比，并聯(lián)多個(gè)分離器的系統(tǒng)分離效率更低，且隨著分離器個(gè)數(shù)的增加，整體分離效率下降幅度增加，KOFFMAN[13]也發(fā)現(xiàn)了這一現(xiàn)象，這可能與多分離器并聯(lián)系統(tǒng)的多值性特點(diǎn)有關(guān)。

偏流現(xiàn)象引起學(xué)術(shù)界和工業(yè)界的高度重視，被認(rèn)為是制約鍋爐大型化的關(guān)鍵難題[14]。筆者針對(duì)4個(gè)分離器并聯(lián)的M型布置的660 MW高效超超臨界CFB鍋爐布置方案，采用歐拉雙流體模型開展熱循環(huán)回路內(nèi)氣固流動(dòng)特性數(shù)值模擬，獲得了系統(tǒng)的壓力分布、爐膛及分離器內(nèi)氣固流動(dòng)特性，得到了M型鍋爐多分離器并聯(lián)引起的氣固偏流現(xiàn)象的原因，為660 MW高效超超臨界CFB鍋爐設(shè)計(jì)提供技術(shù)參考。

1 鍋爐整體結(jié)構(gòu)

鍋爐采用成熟、簡(jiǎn)約、可靠的M型布置，爐膛采用單爐膛、單布風(fēng)板結(jié)構(gòu)，在爐膛上部布置有4個(gè)煙氣出口窗，煙氣及夾帶的固體顆粒經(jīng)由出口窗進(jìn)入旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離。爐膛出口處布置有4個(gè)旋風(fēng)分離器，分離器直徑為10.5 m，每個(gè)旋風(fēng)分離器料腿下端裝有1個(gè)返料裝置，將固體物料返送回爐膛[15]。鍋爐整體布置如圖1所示。

圖1 鍋爐整體布置

鍋爐主要結(jié)構(gòu)參數(shù)見表1。

表1 鍋爐主要結(jié)構(gòu)參數(shù)

鍋爐在爐膛后墻布置4個(gè)旋風(fēng)分離器，如圖2所示，可以按照分離器和其返料位置依次將爐膛內(nèi)劃分成為A、B、C、D四個(gè)回路，研究各回路在爐膛內(nèi)的氣固流動(dòng)特性。A、D分離器結(jié)構(gòu)完全一致，B、C分離器結(jié)構(gòu)完全一致，外側(cè)分離器與中間分離器在入口角度和煙道長(zhǎng)度上略有差異，A、B分離器與C、D分離器的旋流方向相反。按照?qǐng)D3的模型結(jié)構(gòu)，給出了分離器結(jié)構(gòu)的具體參數(shù)見表2。

圖2 爐膛上部俯視圖

圖3 分離器結(jié)構(gòu)模型

表2 分離器結(jié)構(gòu)參數(shù)

2 雙流體模型

2.1 控制方程

在不考慮爐內(nèi)傳熱和化學(xué)反應(yīng)情況下，控制方程主要由連續(xù)性方程和動(dòng)量守恒方程構(gòu)成。由于將顆粒相也看做流體相，因此分別對(duì)各相建立方程時(shí)，具有很大的相似性[16]?？刂品匠掏茖?dǎo)如下：

連續(xù)性方程表示為

(1)

(2)

式中，α、ρ、v分別為該相的體積分?jǐn)?shù)、密度和速度矢量；S為源項(xiàng)；下標(biāo)g和s分別為氣體相和固體相[17]。

動(dòng)量守恒方程表示為

-αg?P+αgρgg+?·τg-β(vg-vs)+Sgvg，

(3)

-αs?P+αsρsg+?·τs-β(vs-vg)+Ssvs，

(4)

式中，P為該相壓力，Pa；g為重力加速度，m/s2；τ為應(yīng)力張量，N；β為氣固兩相之間的相間曳力。

為使方程封閉，利用本構(gòu)方程表述應(yīng)力張量為

(5)

(6)

根據(jù)Gidaspow曳力模型，氣固兩相間的相間曳力可以表述為

β=

(7)

其中：

(8)

式中，ds為固相顆粒直徑，m；Re為雷諾數(shù)。

2.2 鍋爐幾何建模和網(wǎng)格劃分

爐膛上部稀相區(qū)及4個(gè)分離器采用結(jié)構(gòu)化六面體網(wǎng)格，并在邊界處進(jìn)行局部加密，爐膛下部密相區(qū)、回料閥及分離器的出口聯(lián)箱均采用四面體網(wǎng)格。分別采用201萬(wàn)、304萬(wàn)和410萬(wàn)網(wǎng)格進(jìn)行網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證，對(duì)4個(gè)分離器的平均進(jìn)口流率進(jìn)行對(duì)比，發(fā)現(xiàn)隨著網(wǎng)格數(shù)量增加，平均進(jìn)口流率呈降低趨勢(shì)，如圖4所示，網(wǎng)格數(shù)在超過304萬(wàn)后，變化幅度降低，因此，本計(jì)算均采用304萬(wàn)為基礎(chǔ)進(jìn)行計(jì)算。鍋爐全回路的整體結(jié)構(gòu)建模及相對(duì)應(yīng)的網(wǎng)格劃分情況如圖5、6所示。

圖4 網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證

圖5 鍋爐整體建模結(jié)構(gòu)

圖6 網(wǎng)格劃分

2.3 計(jì)算模型設(shè)置

本文計(jì)算采用歐拉雙流體模型，將顆?？醋鲾M流體且均勻分布。湍流模型采用Realizablek-ε方程，氣固曳力模型采用Gidaspow模型[18]，由于已將氣相折合成熱態(tài)且固相無(wú)熱量交換，因此無(wú)能量方程。計(jì)算為非穩(wěn)態(tài)、壓力基。時(shí)間步長(zhǎng)取為0.005 s[19]。模型中采用的一些基本參數(shù)見表3。

表3 模型基本設(shè)置參數(shù)

3 計(jì)算結(jié)果分析

3.1 系統(tǒng)壓力分布

整體回路的壓力分布與顆粒分布相關(guān)，在爐膛和分離器內(nèi)壓力逐步下降，而在料腿處由于顆粒堆積又會(huì)逐漸上升，隨著返料又逐漸下降至爐膛壓力，構(gòu)成整體回路的壓力分布。不同循環(huán)回路由于實(shí)際流動(dòng)情況不同，其顆粒與壓力分布也有很大差異。當(dāng)分離器進(jìn)口和返料閥出口的顆粒流率近似相等時(shí)(約40 s)，認(rèn)為達(dá)到了穩(wěn)定的循環(huán)過程。系統(tǒng)循環(huán)回路結(jié)構(gòu)如圖7所示，在每一回路的相同位置處截取平面，求取穩(wěn)定時(shí)刻該平面上的平均壓降，研究不同循環(huán)回路的壓力分布特性。

圖7 系統(tǒng)循環(huán)回路結(jié)構(gòu)

4個(gè)循環(huán)外回路的整體壓力分布如圖8所示?？芍h(huán)回路整體壓力分布呈現(xiàn)斜“8”字分布，4個(gè)循環(huán)回路在爐膛內(nèi)的壓力分布近似，基本保持一致，這說明床料在爐膛內(nèi)分布較為均勻。由于各回路分離器的入口質(zhì)量流率不一致且運(yùn)行過程中存在波動(dòng)性，各循環(huán)回路在料腿處的顆粒堆積狀況不同，所對(duì)應(yīng)的最大壓力也不同。隨著顆粒被送回爐膛，回路壓力也逐漸降至爐膛壓力。通過立管底部7點(diǎn)處和返料閥底部8點(diǎn)處的壓力，可以估算出4個(gè)回路內(nèi)返料時(shí)的橫段阻力，由于建模設(shè)置時(shí)橫段長(zhǎng)度較小，所以該工況下各回路返料時(shí)的橫段阻力在1.2 kPa左右。立管內(nèi)有物料堆積，按照6點(diǎn)和7點(diǎn)之間的平均壓差梯度估算，4個(gè)回路分別對(duì)應(yīng)的堆積高度為8.9、8.6、9.2、9.0 m?？傮w而言，外側(cè)回路立管中顆粒堆積密度較中間回路更大，因而外側(cè)回路具有更多的物料堆積。

圖8 4個(gè)循環(huán)外回路的整體壓力分布

3.2 爐膛內(nèi)氣固流動(dòng)特性

3.2.1爐膛內(nèi)顆粒的軸向分布

爐膛內(nèi)顆粒的軸向分布曲線可以使用壓差法得到，不同高度處爐膛截面上的壓力之差滿足等式ΔP=ρsεsgh(其中εs為孔隙率；g為重力加速度，m/s2；h為高度，m)，通過此式可估計(jì)該高度空間內(nèi)的平均顆粒濃度。每隔一定高度對(duì)爐膛截面上的壓力加權(quán)取平均，通過折算得到的顆粒軸向分布曲線如圖9所示。

圖9 爐膛內(nèi)顆粒軸向分布

由圖9可知，爐膛密相區(qū)顆粒濃度大，并隨著爐膛高度增加而迅速減小，爐膛稀相區(qū)的顆粒分布較為均勻，顆粒濃度變化不大。由于初始堆積的物料量有限，且模擬采用單一粒徑，因此爐膛內(nèi)整體顆粒濃度較低，爐膛中最密處的平均顆粒質(zhì)量濃度僅為34 kg/m3，而稀相區(qū)中顆粒的平均質(zhì)量濃度僅在8～10 kg/m3。

3.2.2爐膛出口氣固流動(dòng)特性

爐膛出口煙窗高8.5 m，截取煙道出口中部(H=50 m處)的爐膛截面，可得到該截面上顆粒沿著徑向的速度分布。H=50 m處顆粒濃度和徑向速度分布如圖10所示。可知每個(gè)煙道都由2股顆粒流匯集而成，相鄰煙道相鄰一側(cè)的入口煙道具有相近的入口角度，因而煙道中間區(qū)域的顆粒進(jìn)入該區(qū)域兩側(cè)煙道的概率比較接近。在后墻的2個(gè)角落有大量顆粒堆積，這是因?yàn)?個(gè)煙道出口均勻分布，距離后墻角落有一定距離，靠近左右墻的顆粒除了要在爐膛高度方向上發(fā)生偏轉(zhuǎn)外，也要在爐膛寬度方向上發(fā)生偏轉(zhuǎn)，從而在邊壁角落堆積。從爐膛內(nèi)煙道的覆蓋范圍而言，兩側(cè)的煙道覆蓋面積更廣，因而可推測(cè)由爐膛進(jìn)入兩側(cè)分離器的顆粒更多。

圖10 H=50 m處爐膛顆粒濃度和徑向速度分布

爐膛出口煙窗作為爐膛與分離器的交界面，也需重點(diǎn)考慮。爐膛內(nèi)出口煙窗的近壁區(qū)顆粒速度和質(zhì)量濃度分布如圖11所示?？芍w粒水平進(jìn)入分離器的速度沿寬度方向呈對(duì)稱分布，最大速度為9 m/s，在4個(gè)出口上的速度分布比較一致。顆粒的質(zhì)量濃度分布也沿寬度方向?qū)ΨQ，主要堆積在各出口煙窗中間區(qū)域及后墻邊緣兩側(cè)。雖然爐膛中間區(qū)域較窄，但顆粒質(zhì)量濃度卻保持最大，而靠近左右墻區(qū)域的顆粒質(zhì)量濃度相對(duì)較小。

圖11 爐膛出口煙窗近壁區(qū)顆粒分布

由此可知，4個(gè)煙窗出口的相對(duì)位置對(duì)出口處顆粒分布影響很大，進(jìn)而影響進(jìn)入外循環(huán)回路的顆粒質(zhì)量流率，這也是改善爐膛出口均勻性的重要方法之一[20]。

3.3 分離器內(nèi)氣固流動(dòng)特性

對(duì)4個(gè)分離器入口的氣體流率和顆粒流率進(jìn)行統(tǒng)計(jì)，由于數(shù)值模擬過程中各部分質(zhì)量流率在一個(gè)穩(wěn)定的數(shù)值附近波動(dòng)很大，因此取穩(wěn)定后40 s時(shí)長(zhǎng)的平均值作為該處質(zhì)量流率的穩(wěn)定值。統(tǒng)計(jì)后4個(gè)分離器各入口處的氣體流率和顆粒流率如圖12所示，并在此基礎(chǔ)上，將4個(gè)分離器入口的氣體流率和顆粒流率按照總流率歸一化，4個(gè)分離器入口的氣體、固體分布情況如圖13所示。

圖12 4個(gè)分離器入口質(zhì)量流率

圖13 4個(gè)分離器入口質(zhì)量流率占比

由圖13可知，該算例中氣體流量分布較均勻，但進(jìn)入分離器的固體呈中間低、兩邊高的分布狀態(tài)，這可能和4個(gè)出口煙窗的位置布置及分離器的入口煙道角度、長(zhǎng)度等設(shè)計(jì)條件有關(guān)。從爐膛內(nèi)煙道的覆蓋范圍而言，兩側(cè)的煙道覆蓋面積更廣，因而可能進(jìn)入對(duì)應(yīng)分離器的顆粒數(shù)目也會(huì)更多。結(jié)構(gòu)對(duì)稱的分離器具有較接近的質(zhì)量流率，故定義爐膛出口質(zhì)量流率中，A、D回路的平均流量與B、C回路平均流量的差同4個(gè)回路流量平均值的比值為質(zhì)量流率的最大偏差，該工況下，氣相流率的最大偏差為1.58%，顆粒流率的最大偏差為11.26%。4個(gè)分離器進(jìn)口的氣相流率偏差不大，而顆粒流率差別較大。

以分離器進(jìn)口截面的壓力平均值為進(jìn)口壓力，以排氣管出口截面的壓力平均值為出口壓力，4個(gè)分離器的壓力數(shù)據(jù)見表4，可知結(jié)構(gòu)對(duì)稱處的分離器具有相同的壓降，而中間2個(gè)分離器雖然質(zhì)量流率略偏小，但壓降略高。中間分離器進(jìn)口流量相對(duì)較少，各循環(huán)回路在爐膛內(nèi)的壓力分布相差不大，因而相同爐膛高度對(duì)應(yīng)的壓力損失更少，所以中間分離器的壓降略高。由于兩側(cè)分離器和中間兩分離器的結(jié)構(gòu)不相同(兩側(cè)分離器具有更大的入口傾斜角度和更長(zhǎng)的入口煙道)，因而也屬于正?，F(xiàn)象。

表4 各分離器的進(jìn)出口壓力

總體而言，處于結(jié)構(gòu)對(duì)稱處的分離器有相同的氣相、固體顆粒流率和壓降，看似運(yùn)行在同樣的工況條件下。但實(shí)際運(yùn)行中，結(jié)構(gòu)對(duì)稱的分離器組表現(xiàn)出很大的波動(dòng)性。達(dá)到穩(wěn)定后統(tǒng)計(jì)的某10 s內(nèi)各分離器的流量分配情況如圖14所示。

圖14 某10 s內(nèi)4個(gè)分離器入口質(zhì)量流率占比

由圖14可知，處于結(jié)構(gòu)對(duì)稱處的分離器運(yùn)行在偏流工況下，其瞬時(shí)工況波動(dòng)更為劇烈。中間的分離器擁有更高的氣體流率和更低的顆粒流率，而另一側(cè)則相反。這可以結(jié)合分離器的阻力特性曲線來分析，如圖15所示，分離器的壓降隨著顆粒濃度的增大呈先減后增的趨勢(shì)。計(jì)算算例應(yīng)位于拐點(diǎn)右側(cè)，為了簡(jiǎn)化分析，假設(shè)初始時(shí)兩側(cè)的分離器運(yùn)行在相同工況下O點(diǎn)，具有相同的氣體流率和顆粒流率。此時(shí)由于某種擾動(dòng)的發(fā)生，使得分離器運(yùn)行工況發(fā)生偏離，其中一側(cè)的分離器具有更大的氣體流量，與其對(duì)應(yīng)的顆粒流量變得更少，分離器運(yùn)行工況從O點(diǎn)轉(zhuǎn)到A點(diǎn)，而另一側(cè)在氣體流量減少的同時(shí)，增加了顆粒流量，分離器的運(yùn)行工況從O點(diǎn)轉(zhuǎn)到B點(diǎn)。

圖15 分離器的阻力特性曲線

4 結(jié) 論

1)循環(huán)回路整體壓力分布呈現(xiàn)斜“8”字分布的方式，4個(gè)循環(huán)回路在爐膛內(nèi)的壓力分布基本一致，這說明床料在爐膛內(nèi)的總體分布較為均勻。

2)4個(gè)煙窗出口的相對(duì)位置對(duì)出口處顆粒的分布影響很大，進(jìn)而影響進(jìn)入外循環(huán)回路的顆粒質(zhì)量流率，這也是改善多分離器并聯(lián)氣固偏流的重要方法之一。

3)4個(gè)分離器的氣體流量分布較均勻，但固體流量呈現(xiàn)出中間低、兩邊高的分布狀態(tài)；結(jié)構(gòu)對(duì)稱的分離器均表現(xiàn)基本一致，但由于爐內(nèi)氣固流場(chǎng)的波動(dòng)性，瞬時(shí)運(yùn)行過程中分離器較容易處在偏流運(yùn)行工況下。

4)在4個(gè)分離器M型布置660 MW高效超超臨界CFB鍋爐設(shè)計(jì)時(shí)，仍需考慮分離器出口煙窗的位置布置以及氣固流動(dòng)均勻性問題，并進(jìn)一步優(yōu)化CFB鍋爐設(shè)計(jì)方案。